精馏塔课程设计-毕业论文.doc

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化工原理课程设计

精馏塔设计

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目录
一．设计任务及要求 3
二．概述 3
三．设计依据 4
五．操作条件的计算 4
1.塔型选择 4
2.1 操作压力 5
2.2 进料状态 5
2.3 加热方式 5
2.4 热能利用 5
3.最小回流比及操作回流比的确定 6
3.1逐板计算： 6
3.2全塔效率的估算 7
3.3实际塔板数 8
4.全凝器冷凝介质的消耗量 8
5.热能利用 8
六.精馏塔主体尺寸的计算 9
1.精馏段与提馏段的体积流量 9
2.塔径的计算 9
3.塔高的计算 12
4.液流型式的选择 12
5.溢流堰（出口堰）的设计 13
(1).堰长: 13
=(0.6～0.8)D=0.7×1600=1120mm 13
(2).堰上液层高度： 13
6.塔板设计 14
6.1塔板尺寸 15
6.2降液管底隙高度h0 15
6.3板结构的选择 16
6.4板材料的选择 16
6.5板基本结构的选择 16
6.6筛孔数n 16
7.塔板的流体力学验算 17
7.1气体通过塔板的压强降:,m液柱 17

7.2降液管内液体高度(液泛or 淹塔) 19
7.3雾沫夹带 20
7.4漏液点气速uOW 20
八.筛板塔的辅助设备 21
1.配管 21
2.储罐 22
3.换热器 22
八.设计评价 22
九.参考文献 23

一．设计任务及要求
原料：乙醇~水溶液，年产量48000吨
乙醇含量：33%(质量分数)，原料液温度：42℃
设计要求：塔顶的乙醇含量不小于90%(质量分数)
塔底的乙醇含量不大于0.5%(质量分数)
乙醇-水相图：

二．概述
　 乙醇是很常见的一种化工产品，它有着广泛的用途，主要有：消毒剂，药物使用，
饮料，基本有机化工原料（乙醇可用来制取乙醛、乙醚、乙酸乙酯、乙胺等化工原料，也是制取、染料、涂料、洗涤剂等产品的原料），汽车燃料（乙醇可以调入汽油，作为车用燃料），稀释剂，有机溶剂，涂料溶剂等。现在研究的直接醇类燃料电池也将会将乙醇的使用量大大提高。
长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇`水体系的精馏设备是非常重要的。
塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

三．设计依据
本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。
四．技术来源
目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。
五．操作条件的计算
1.塔型选择
根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低成本，提高生产效率，因为塔的操作弹性不大，故采用筛板塔。

2.1 操作压力
由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压
其中塔顶压力为
塔底压力

2.2 进料状态
为了计算和操作的方便本次设计中采取泡点进料（q=1）。

2.3 加热方式
在乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，可采用直接水蒸气加热。本设计采用直接水蒸气加热，即在塔底安装一个鼓泡管，可省去一个再沸器，降低了设备的成本，并且不影响分离效率。

2.4 热能利用
精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。
物料衡算
Xf=0.1616
Xd=0.7788
Xw=0.002
以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：

由全塔的物料衡算方程可写出：
(蒸汽)

(泡点)
3.最小回流比及操作回流比的确定
泡点进料(q=1),查表计算得α=2.4286
联立求解q线方程和相平衡方程得xq=0.1616,yq=0.3186

取操作回流比
理论塔板层数的确定
精馏段操作线方程：

提馏段操作线方程：

线方程：
3.1逐板计算：
塔板
1
2
3
4
5
6
7
8
Y
0.7788
0.6534
0.6296
0.4334
0.3716
0.3366
0.3182
0.2844
X
0.5918
0.4370
0.3167
0.2395
0.1958
0.1728
0.1612
0.1406
塔板
9
10
11
12
13
14
15
16
Y
0.2478
0.2102
0.1739
0.1400
0.1099
0.0843
0.0623
0.0464
X
0.1194
0.0989
0.0798
0.0628
0.0484
0.0365
0.0270
0.0196
塔板
17
18
19
20
21
22
23

Y
0.0333
0.0233
0.0157
0.0100
0.0088
0.0050
0.0021

X
0.0140
0.0065
0.0065
0.0041
0.0036
0.00205
0.0009

块(含塔釜)
其中，精馏段7块，提馏段15块。

3.2全塔效率的估算
用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：
由相平衡方程式可得
根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得：
(塔顶第一块板) Td=78.62
(加料板) Tf=84.23
(塔釜) Tw=99.38
因此可以求得：

全塔的相对平均挥发度：

全塔的平均温度：

在温度下查得
因为
所以:
全塔液体的平均粘度：

全塔效率:
3.3实际塔板数
块(含塔釜)
其中，精馏段的塔板数为：块
4.全凝器冷凝介质的消耗量
塔顶全凝器的热负荷：
可以查得，所以

取水为冷凝介质，(考虑到当地平均气温较低)其进出冷凝器的温度分别为20℃和30℃则平均温度下的比热，于是冷凝水用量为：

5.热能利用
以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：
其中
在进出预热器的平均温度以及的情况下可以查得比热，所以，

釜残液放出的热量
若将釜残液温度降至
那么平均温度
其比热为，因此，

可知，，所以可以用釜残液加热原料液至泡点。
六.精馏塔主体尺寸的计算
1.精馏段与提馏段的体积流量

精馏段
提馏段

汽相
液相
汽相
液相
平均摩尔质量/
39.812
31.1656
25.4312
20.2904
平均密度/
1.2462
812.734
0.809
909.22
体积流量/
8845.057
2.4570m3/s
9.400
0.002611m3/s
9623.25
2.6731 m3/s
12.0754
0.003354 m3/s
2.塔径的计算
由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：
汽塔的平均蒸汽流量：

汽塔的平均液相流量：

汽塔的汽相平均密度：

汽塔的液相平均密度：

塔径可以由下面的公式给出：

由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。

取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：

功能参数：

从史密斯关联图查得：，由于，需先求平均表面张力。
全塔平均温度，在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为，所以，液体的临界温度：

设计要求条件下乙醇~水溶液的表面张力
平均塔温下乙醇~水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：
，
所以：

根据塔径系列尺寸圆整为D=1.6m
此时，精馏段的上升蒸汽速度为：

提馏段的上升蒸汽速度为：

3.塔高的计算
塔的高度可以由下式计算：

已知实际塔板数为N=50块，板间距,因为料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目为：
个
取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：

塔体壁厚为50mm。用Q235-A钢板卷焊而成。
4.液流型式的选择
液体在板上的流动型式主要有，U型流、单流型、双流型和阶梯流型等，其中常选择的则为单流型和双流型。
由于本设计中液体流量不是很大，板上液体厚度不大，并参考下表本设计采用单溢流型。
选择液流形式参考表
塔径

流体流量
m3/h

Mm
U形流型
单流型
双流型
阶梯流型
600
5以下
5～25

900
7以下
7～50

1000
7以下
45以下

1200
9以下
9～70

1400
9以下
70以下

1500
10以下
70以下

2000
11以下
90以下
90～160

3000
11以下
110以下
110～200
200～300
4000
11以下
110以下
110～230
230～350
5000
11以下
110以下
110～250
250～400
6000
11以下

110～250
250～450
应用
场合
用于较低
液气比
一般应用
高液气比和大型塔板
极高液气极大型塔板
流型示意图：

5.溢流堰（出口堰）的设计
(1).堰长:
=(0.6～0.8)D=0.7×1600=1120mm
(2).堰上液层高度：
堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压强增大，物沫夹带增加。
平直堰的：
其中 —堰长, m;
—塔内液体流量，
—液流收缩系数，查图求取。查得E=1.195

(3).堰高：
取板上液层高度Hl=60mm
堰高hw=hL-how=60-15.3=44.7mm
6.塔板设计
塔板结构示意图:

6.1塔板尺寸
由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。
取无效边缘区宽度，破沫区宽度，
查得
查表得，

Af=0.085×2.0096=0.1708m2
验算：
液体在精馏段降液管内的停留时间

液体在精馏段降液管内的停留时间

6.2降液管底隙高度h0
若取精馏段取，提馏段取为，那么液体通过降液管底隙时的流速为
精馏段：

提馏段：

的一般经验数值为,计算结果符合经验值。
6.3板结构的选择
由于本设计中操作的弹性不是很大所以采用筛板塔。
6.4板材料的选择
材料选用不锈钢。
6.5板基本结构的选择
筛孔孔径d0=5mm
筛孔厚度δ=2.3mm
正三角形排列：
孔心距t=(2.5~5) d0=3.5×5=17.5mm
开孔率
一般,开孔率大,塔板压降低,雾沫夹带量少,但操作弹性小,漏夜量大,板效率低。通常开孔率为5%～15%。
6.6筛孔数n

每块板上筛孔数n=107
开孔面积
气体通过筛孔气速
7.塔板的流体力学验算
7.1气体通过塔板的压强降:,m液柱

—气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱
—气体通过筛板的干板压降，m液柱
—气体通过板上液层的阻力，m液柱
—克服液体表面张力的阻力，m液柱、
i.干板压降

—筛孔气速，m/s
—分别为液、气密度，
C0—孔流系数，

ii.板上液层阻力

式中： —板上清液层高度，m
—反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数，无因次,一般 =0.5～0.6。
与气相动能因子有关，

iii.液体表面张力的阻力

ΔPp=hpgρL =0.1056*9.8*860.977=0.9810KPa
气体通过塔板的压降ΔPp低于设计允许值。
7.2降液管内液体高度(液泛or 淹塔)
设计中塔盘有入口堰所以采用以下经验公式计算：

精馏段：

提馏段：
为了防止液泛，应保证降液管中泡沫液体总高度不超过上层塔板的出口堰。因此

—板间距，m
—系数。为考虑降液管内液体充气及操作安全两种因素的校正系数。对于容易起泡的物系，取0.3～0.4；对不易起泡的物系，取0.6～0.7；对于一般物系，取0.5。
精馏段：

提馏段：

由以上可知，塔不会发生液泛。
7.3雾沫夹带
雾沫夹带是指板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象。过多的雾沫夹带将导致塔板效率严重下降。为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使每千克气体夹带到上一层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带量 <0.1kg(液)/kg(气)。

由以上计算可以知道不会发生严重的雾沫夹带。
7.4漏液点气速uOW
当气速逐渐减小至某值时，塔板将发生明显的漏夜现象，该气速称为漏液点气速uOW，若气速继续降低，更严重的漏夜将使筛板不能积液而破坏正常操作，故漏液点气速为筛板的下限气速。
为使筛板具有足够的操作弹性，应保持稳定性系数K:
若稳定性系数偏低，可适当减小开孔率或降低堰高，前者影响较大。

由以上计算可以知道不会发生严重的漏液。
八.筛板塔的辅助设备
1.配管
(1)塔顶蒸汽管dp
常压操作，uv=12-20m/s

圆整dp =0.5m 选用φ55×2.5的无缝不锈钢管。
(2)回流管dR
强制回流，uR=1.5-2.5m/s

圆整dR =0.25m 选用φ30×2.5的无缝不锈钢管。
(3)进料管dF
泵输进料，uF=1.5-2.5m/s
进料温度下,

圆整dF =0.10m 选用φ15×2.5的无缝不锈钢管。
(4) 塔釜出料管dw
塔釜出料，uw=0.5-1m/s,

圆整dF =0.10m 选用φ15×2.5的无缝不锈钢管。
2.储罐
储罐中的液体量应保证十天的液体储量。
储罐中液体的质量：
体积为：
所以储罐体积选为1500m3 。选用半径为7m，高为10m的圆形储罐。
3.换热器
经计算得塔顶冷凝器换热面积为3.6549m2。采用东阳市金诚化工设备有限公司生产的PSGH-5-300- L型列管式换热器。其技术数据如下：

八.设计评价
本设计采用筛板塔，能很好的完成设计任务。筛板塔有如下优点：
① 结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；
② 在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%～40%；
③ 塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；
④ 气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。
但筛板塔也有一定的缺点：
① 小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；本设计中处理液干净，不存在堵塞问题。
② 操作弹性较小（约2～3）。本设计对操作弹性要求较小。
由此可知筛板塔符合设计需求。

九.参考文献
（1）化工原理.第四版.化学工业出版社。
（2）实用溶剂手册。
（3）兰氏化学手册（中文第十五版）。
（4）化工图算手册. 化学工业出版社。
（5）化工工艺设计. 化学工业出版社。
（6）纯物质的基本物理化学性质。
（7）纯物质热化学数据手册. 化学工业出版社。

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